我们要设计一个水蒸汽加热苯-甲苯的列管式换热器，但苯与甲苯被加热之后有什么用途呢

毕业设计（论文）任务书

设计（论文）题目：年处理量1.0万吨甲苯-水混合液的填料塔的设计

函授站： 专业： 化工工艺 班级：xx

学生： xx 指导教师：

1．设计（论文）的主要任务及目标

塔设计计算：

a塔工艺计算（物料和能量衡算）

b 塔及塔板主要工艺尺寸的设计计算

⑶ 对苯精馏塔的流体力学验算

⑷ 相关辅助设备选型与计算

⑸ 设计结果及分析讨论

2．设计（论文）的基本要求和内容

⑴ 论文内容符合毕业设计撰写规范。

⑵ 数据可靠、真实，具有一定的代表性。

⑶ 计算过程细化、符合规范要求。

⑷ 要求论文图纸包括：生产工艺流程控制图、塔的部分装配图、X-Y图、塔板负荷性能图。

3．主要参考文献

⑴陆美娟.《化工原理》.化学工业出版社.2001年1月第1版

⑵冯伯华.《化学工程手册》第1、2、3、6卷.化学工业出版社.1989年10月第1版

⑶包丕琴.《华工原理课程设计指导书》.北京化工大学化工原理教研室.1997年4月

⑷陈洪钫.《化工分离过程》.化学工业出版社.1995年5月第1版

⑸陈钟秀.《化工热力学》.化学工业出版社.1993年11月第1

关键词：回流比、精馏、泡点进料、设备、试差

目 录

前言．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（7）

第1章 精馏方案的说明．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（7）

第1.1节 操作压力．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（7）

第1.2节 进料状态．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（8）

第1.3节 采用强制回流（冷回流）．．．．．．．．．．．．．．．（8）

第1.4节 塔釜加热方式、加热介质．．．．．．．．．．．．．．（8）

第1.5节 塔顶冷凝方式、冷却介质．．．．．．．．．．．．．．（8）

第1.6节 流程说明．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（8）

第1.7节 筛板塔的特性．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（9）

第1.8节 生产性质及用途．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（9）

第1.9节 安全与环保．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（11）

第2章 烯烃加氢饱和单元分析．．．．．．．．．．．．．．．．．（12）

第2.1节 反应机理及影响因素分析

第2.2节 物料平衡

第2.3节 能量平衡

第3章 精馏塔设计计算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（12）

第3.1节塔的工艺计算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．.（12）

第3.2节塔和塔板主要工艺尺寸的设计计算．．．．.（25）

第4章 塔的流体力学验算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（31）

第4.1节校核．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（31）

第4.2节负荷性能图计算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（34）

第5章 辅助设备选型计算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（39）

第5.1节换热器的计算选型．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（39）

第5.2节 管道尺寸的确定．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（44）

第5.3节 原料槽、成品槽的确定．．．．．．．．．．．．．．．．（45）

第6章 设计结果概要及分析讨论．．．．．．．．．．．．．．．（45）

第6.1节数据要求．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（45）

第6.2节设计特点．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（46）

第6.3节 存在的问题．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（46）

参考文献．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（47）

符号说明．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（48）

附录1．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）

附录2．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）

附录3．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）

附录4．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）

前言

本论文是针对工业生产中苯-甲苯溶液这一二元物系中进行苯的提纯精馏方案，根据给出的原料性质及组成、产品性质及组成，对精馏塔进行设计和物料衡算。通过设计核算及试差等计算初步确定精馏塔的进料、塔顶、塔底操作条件及物料组成。同时对精馏塔的基本结构包括塔的主要尺寸进行了计算和选型，对塔顶冷凝器、塔底再沸器、相关管道尺寸及储罐等进行了计算和选型。在计算设计过程中参考了有关《化工原理》、《化学工程手册》、《冷换设备工艺计算手册》、《炼油设备基础知识》、《石油加工单元过程原理》等方面的资料，为精馏塔的设计计算提供了技术支持和保证。

通过对精馏塔进行设计和物料衡算等方面的计算，进一步加深了对化工原理、石油加工单元过程原理等的理解深度，开阔了视野，提高了计算、绘图、计算机的使用等方面的知识和能力，为今后在工作中进一步发挥作用打下了良好的基础。

第1章 精馏方案的说明

本精馏方案适用于工业生产中苯-甲苯溶液二元物系中进行苯的提纯。精馏塔苯塔的产品要求纯度很高，达99.9％以上，而且要求塔顶、塔底产品同时合格，以及两塔顶温度变化很窄(0.02℃)，普通的精馏温度控制远远达不到这个要求。故在实际生产过程控制中只有采用灵敏板控制才能达到要求。故苯塔采用温差控制。

第1.1节 操作压力

精馏操作在常压下进行，因为苯沸点低，适合于在常压下操作而不需要进行减压操作或加压操作。同时苯物系在高温下不易发生分解、聚合等变质反应且为液体（不是混合气体）。所以，不必要用加压减压或减压精馏。另一方面，加压或减压精馏能量消耗大，在常压下能操作的物系一般不用加压或减压精馏。

第1.2节 进料状态

进料状态直接影响到进料线（q线）、操作线和平衡关系的相对位置，对整个塔的热量衡算也有很大的影响。和泡点进料相比：若采用冷进料，在分离要求一定的条件下所需理论板数少，不需预热器，但塔釜热负荷（一般需采用直接蒸汽加热）从总热量看基本平衡，但进料温度波动较大，操作不易控制；若采用露点进料，则在分离要求一定的条件下，所需理论板数多，进料前预热器负荷大，能耗大，同时精馏段与提馏段上升蒸汽量变化较大，操作不易控制，受外界条件影响大。

泡点进料介于二者之间，最大的优点在于受外界干扰小，塔内精馏段、提馏段上升蒸汽量变化较小，便于设计、制造和操作控制。

第1．3节 采用强制回流（冷回流）

采用冷回流的目的是为了便于控制回流比，回流方式对回流温度直接影响。

第1．4节 塔釜加热方式、加热介质

塔釜采用列管式换热器作为再沸器间接加热方式，加热介质为水蒸汽。

第1．5节 塔顶冷凝方式、冷却介质

塔顶采用列管式冷凝冷却器，冷却介质用冷却水。

第1．6节 流程说明

由于上游装置没有后加氢单元，所以在重整反应过程中生成的烯烃会带到本装置原料中， 烯烃的存在，会导致苯、甲苯产品的酸洗比色不合格，因此必须进行烯烃的加氢饱和。

本装置流程包括烯烃加氢反应单元和精馏单元两部分。

烯烃加氢反应单元：原料经过进料泵加压后进入换热器E101与反应生成油交换热量后，进入加热炉L101进行加热，再进入反应器R101，经过烯烃饱和加氢反应后进入热交换器E101冷却后，进入油气分离器V101，油进入精馏原料中间罐。

本精馏方案采用节能型强制回流进行流程设计，并附有在恒定进料量、进料组成和一定分离要求下的自动控制系统以保证正常操作。

精馏过程：30OC原料液从原料罐经进料泵进入原料换热器E102再经原料预热器进行预热进一步预热至泡点（97.65OC，加热介质为水蒸汽），温度升至约97.65oC,从进料口进入精馏塔T101进行精馏，塔顶气温度为81.52oC部分冷凝后的气液混合物进入塔顶冷却器（冷却介质为冷却水），冷凝后的物料进入回流罐V102，然后再通过回流泵，将料液一部分作为回流也打入塔顶，另一部分作为塔顶产品经产品冷却器进入产品储罐V103，再经产品泵P104/AB输送产品。塔釜内液体一部分进入再沸器E103，经水蒸汽加热后，回流至塔釜，另一部分与原料换热器换热后排入甲苯储罐。在整个流程中，所有的泵出口都装有压力表，所有的储槽都装有放空阀，以保证储槽内保持常压。

第1.7节 筛板塔的特性

筛板塔是最早使用的板式塔之一，它的主要优点：

（1）结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的60%左右，为浮阀塔的80%左右；

（2）在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%-40%；

（3）塔板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮阀塔；

（4）气体压力降较小，每板压力降比泡罩塔约低30%左右。

筛板塔的缺点是：小孔筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液。

第1.8节 生产性质及用途

1.8.1 苯的性质及用途

苯是一种易燃、易挥发、有毒的无色透明液体，易燃带有特殊芳香气味的液体。分子式C6H6，相对分子量78.11，相对密度0.8794(20℃)，熔点5.51℃，沸点80.1℃，闪点-10.11℃(闭杯)，自燃点562.22℃，蒸气密度2.77kg/m3，蒸气压13.33kPa(26.1 ℃)， 标准比重为0.829。蒸气与空气混合物爆炸限1.4%～8.0%。不溶于水，与乙醇、氯仿、乙醚、二硫化碳、四氯化碳、冰醋酸、丙酮、油混溶。遇热、明火易燃烧、爆炸。能与氧化剂，如五氟化溴、氯气、三氧化铬、高氯酸、硝酰、氧气、臭氧、过氯酸盐、(三氯化铝+过氯酸氟)、(硫酸+高锰酸盐)、过氧化钾、(高氯酸铝+乙酸)、过氧化钠发生剧烈反应，不能与乙硼烷共存。苯是致癌物之一。苯是染料、塑料、合成树脂、合成纤维、药物和农药等的重要原料，也可用作动力燃料及涂料、橡胶、胶水等溶剂。质量标准：见表1－1。

表1-1 纯苯质量标准（GB/T2283-93）

项目 指标

特级 一级 二级 三级

外观 室温（18~25℃）下透明液体，不深于每1000mL水中含有0.003g重铬酸钾溶液的颜色

密度（20℃）/kg/m3

沸程/℃

大气压下（80.1℃）

酸洗比色

溴价/(g/100mL)

结晶点/℃

二硫化碳/(gBr/100mL)

噻吩/(g/100mL) 876~880

中性实验 中性

水分 室温（18~20℃）下目测无可见不溶水

1.8.2 甲苯的性质

甲苯有强烈的芳香气味，无色有折射力的易挥发液体,气味似苯。分子式C7H8，相对分子质量92.130，相对密度0.866(20℃/4℃)，熔点-95～-94.5℃，沸点110.4℃，闪点4.44℃(闭杯)，自燃点480℃，蒸气密度3.14 kg/m3，蒸气压4.89kPa(30℃) 比重D 4℃20℃、0.866，，蒸气与空气混合物的爆炸极限为1.27%～7%。几乎不溶于水，与乙醇、氯仿、乙醚、丙酮、冰醋酸、二硫化碳混溶。遇热、明火或氧化剂易着火。遇明火或与(硫酸+硝酸)、四氧化二氮、高氯酸银、三氟化溴、六氟化铀等物质反应能引起爆炸。流速过快(超过3m/s)有产生和积聚静电危险。甲苯可用氯化、硝化、磺化、氧化及还原等方法之前染料、医药、香料等中间体及炸药、精糖。由于甲苯的结晶点很低，故可用作航空燃料及内燃机燃料的添加剂。质量标准：见表1－2。

表1-2 甲苯质量标准（GB/T2284-93）

项目 指标

特级 一级 二级

外观 室温（18~25℃）下透明液体，不深于每1000mL水中含有0.003g重铬酸钾溶液的颜色

密度（20℃）/(kg/m3)

沸程/℃

大气压下（110.6℃）

酸洗比色

溴价/（gBr/100mL） 863~868

中性实验 中性

水分 室温（18~20℃）下目测无可见不溶水

第1.9 安全与环保

1.9.1 安全注意事项

苯类产品是易燃、易爆、有毒的无色透明液体，其蒸汽与空气混合能形成爆炸性混合物，因此，应特别注意防火，强化安全措施。

（1）不准有明火和火花，设备必须密封，以减少苯蒸汽挥发散发入容器中，设备的放散管应通入大气，其管口用细金属网遮蔽，使贮槽或蒸馏设备中的苯类产品不致因散出蒸汽回火而引起燃烧，厂房应设有良好的通风设备，防止苯类蒸汽的聚集。

（2）所有金属结构应按规定在几个地点上接地，为防止液体自由下落而引起静电荷的产生，将引入贮槽中所有管道均应安装到接近贮槽的底部，电动机应放在单独的厂房内。

（3）应设有泡沫灭火器和蒸汽灭火装置，不能用水灭火。

（4）工人进入贮槽或设备进行清扫或修理前,油必须全部放空,所有管道均需切断,设备应用水蒸汽彻底清扫后才允许进入并注意通风,检修人员没有动火证严禁在生产区域内动火。

（5）进入生产区域或生产无关人员，不得乱动设备和计量仪表等。

（6）及时清除设备管线泄漏情况，严防中毒着火、爆炸等事故的发生。

（7）泄漏应急处理迅速撤离泄漏污染区人员至安全区，并进行隔离，严格限制出入。切断火源。建议应急处理人员戴自给正压式呼吸器，穿消防防护服。尽可能切断泄漏源，防止进入下水道、排洪沟等限制性空间。小量泄漏：用活性炭或其它惰性材料吸收。也可以用不燃性分散剂制成的乳液刷洗，洗液稀释后放入废水系统。大量泄漏：构筑围堤或挖坑收容；用泡沫覆盖，抑制蒸发。用防爆泵转移至槽车或专用收集器内，回收或运至废物处理场所处置。

1.9.2 环境保护

认真执行环境保护方针、政策、坚持污染防治设施与生产装置同时设计、同时施工、同时投产。现将“三废”治理措施分析述如下：

（1）废水：各设备间接冷却水回收用于炼焦车间熄焦用，工艺产品分离水送往生化装置进行处理。设备冲洗水经初步沉淀和油水分离后送入生化处理。

（2）废气：水凝气体回收引入列管户前燃烧，产品贮槽加水喷淋装置和氮密封措施，防止挥发污染大气环境。

（3）废渣：生产过程中生产的废渣送往回收工段作为原料使用。

定期检测个生产岗位苯含量和生产下水中各污染均含量，严防超标现象的发生。

第2章 烯烃加氢饱和单元分析

2.1 反应机理及影响因素分析

（1）反应机理

单烯烃 CnH2n+H2→CnH2n+2

双烯烃 CnH2n-2+2H2→CnH2n+2

环烯烃

烯烃的加氢饱和反应也为耗氢和放热反应。

(2) 烯烃的加氢饱和反应过程的影响因素

烯烃的加氢饱和反应过程的影响因素除催化剂性能外，主要有原料性质、反应温度、反应压力、氢油比和空速等。

①原料性质

加工烯烃含量较高的原料时，需要较高的反应苛刻度（即较高的反应压力和反应温度，较低的反应空速）。此外一定要注意原料油罐的惰性气体保护，最好是直接进装置，避免中间与空气接触发生氧化生成胶质，导致催化剂失活加快。

②反应温度

反应温度通常是指催化剂床层平均温度。烯烃的加氢饱和反应是一种放热反应，提高反应温度不利于加氢反应的化学平衡，但能明显提高化学反应速度，提高精制深度。过高的反应温度会促进加氢裂化副反应的发生，使产品液体收率下降，导致催化剂上积炭速率加快，降低催化剂使用寿命；反应温度过低，不能保证将杂质除净。

在很高温度下，烯烃饱和度有一个明显的限制，结果使在高温操作比低温操作的产品中有更多的残存烯烃，当原料中有明显的轻组分，使用新催化剂时硫化氢与烯烃反应生成醇，在较低温度下操作可避免硫醇的生成。

根据催化剂活性和原料油中的烯烃含量，一般预加氢的反应温度为150～180℃。随着运转时间的延长，逐步提高反应温度，以补偿催化剂的活性降低。

③反应压力

当要求一定的产品质量时，压力的选择主要是考虑催化剂的使用寿命和原料油中的烯烃含量。一般而言，压力愈高，催化剂操作周期愈长；原料油烯烃含量愈高，选择操作压力也愈高。提高反应压力将促进加氢反应速度，增加精制深度，并可保持催化剂的活性。但压力过高会促进加氢裂解反应，使产品总液收下降，同时过高的反应压力会增加投资及运转费用。

④氢油比

所谓氢油比是反映标准状态时，氢气流量与进料量的比值。可用H2/HC表示。提高氢油比，不仅有利于加氢反应的进行，并能防止结焦，起到保护催化剂的作用。但是，在原料油进料一定的情况下，氢油比过大会减少原料油与催化剂接触时间，反而对加氢反应不利，导致精制深度下降，产品质量下降，同时也增大了系统压降和压缩机负荷，操作费用增加。

⑤空速

空速指单位（质量或体积）催化剂在单位时间内处理的原料量，简写为h-1 。空速分为质量空速和体积空速。常用体积空速（LHSV），它的倒数相当于反应接触时间，称为假接触时间。因此空速的大小意味着原料与催化剂接触时间的长短。空速过大，即单位催化剂处理的原料量越多，其接触时间应越短，影响了精制深度；空速过小增加了加氢裂解反应，使产品液收率下降，运转周期缩短，降低了装置的处理量。

2.2 物料平衡

表2-1烯烃加氢反应单元物料数据单位：吨/日

入 方 出 方

原料油 43.2 精馏进料 42.32

氢气 0.52 损失 1.40

合计 43.72 合计 43.72

2.3 能量平衡（以加热炉为例）

2.3.1 原料进出加热炉数据

原料进出加热炉数据见表2-2。

表2-2 原料进出加热炉数据

入 方（80℃） 出 方（160℃）

单位

项目 组成 数据 焓值 热量 单位

项目 组成 数据 焓值 热量

m% Kcal/kg wkcal m% Kcal/kg wkcal

原

料

油 苯 0.7 130 16.38 原

料

油 苯 0.7 154 19.40

甲苯 0.3 128 6.912 甲苯 0.3 158 8.532

烯烃 烯烃

氢气 540 1.170 氢气 1090 2.362

合计 24.462 合计 30.294

注：原料中烯烃含量很少在计算过程中可忽略不计。

2.3.2 加热炉热平衡

由表2-2可以知道，原料油经过加热炉后，热量增加值为：5.832wkcal/t.

加热炉需要燃烧瓦斯进行提供。加热炉用瓦斯组成见表2-3。

表2-3 加热炉用瓦斯组成及焓值计算表

　 成份组成 体积热值 分析数据 焓值

1 氢气 2650 44.91 1190.115

2 氧气 0 11.73 0

3 氮气 0 40.56 0

4 二氧化碳 　 0.02 0

5 一氧化碳 3018 0 0

6 甲烷 8529 1.61 137.3169

7 乙烷 15186 0.48 72.8928

8 乙烯 14204 0.42 59.6568

9 丙烷 21742 0.05 10.871

10 丙烯 20638 0.07 14.4466

11 异丁烷 26100 0.03 7.83

12 正丁烷 28281 0.03 8.4843

13 正丁烯 27160 0.02 5.432

14 异丁烯 27160 0.01 2.716

15 反丁烯 27160 0.02 5.432

16 顺丁烯 27160 0.01 2.716

17 碳五以上 34818 0.03 10.4454

　 合计 　 100 1528.3548

第七章 参考文献

1 化工原理》上下册.化学工业出版社.2006年5月第3版

2 冯伯华.《化学工程手册》第1、2、3、6卷.化学工业出版社.1989年10月第1版

3 包丕琴.《华工原理课程设计指导书》.北京化工大学化工原理教研室.1997年4月

4 陈洪钫.《化工分离过程》，化学工业出版社，1995年5月第1版

5 陈钟秀.《化工热力学》.化学工业出版社.1993年11月第1版

6 沈复等.《石油加工单元过程原理》上下册.中国石化出版社.2004年8月第1版

7.刘巍等.《冷换设备工艺计算手册》.中国石化出版社.2003年9月第1版

8.马秉骞主编.《炼油设备基础知识》中国石化出版社.2003年1月第1版

9.周志成等.《石油化工仪表自动化》中国石化出版社.1994年5月第1版

10.田顾慧.《化工设备》中国石化出版社.1996年6月第1版

11.沈复 李阳初.《石油加工单元过程原理》中国石化出版社.2004年8月第1版

12.陆美娟.《化工原理》化学工业出版社. 2006年1月第10版

符号说明

A换热面积m2

Aa 　鼓泡区面积　m2

Af　 　降液管横截面积m2

An　 　有效传质区面积m2

Ao 　筛孔面积m2

AT　塔横截面积　m2

A 质量分率-

C 负荷系数-

CP　比热KJ/Kg．OC(KJ/Kg．K)

D　 塔顶产品流率Kmol/h(Kg/h)

Dg　 公称直径m

DT　塔径　m

D 　管内径　 mm

d1　 　 管外径　　mm

do 孔径 mm

dm 　 管平均直径mm

E 　液流收缩系数　-

ET全塔板效率-

ev　 雾沫夹带量　Kg液体/Kg气体

F 　进料流率　Kmol/h(Kg/h)

H　 　塔高　m

HL板上清夜层高度mm

HT板间距 　m

Hd　降液管内清夜层高度　m

HD　塔顶空间高度 m

HB　塔底空间高度　 m

hd 气体通过干板压降m

ho 　降液管下沿到塔板间距离m

how　 溢流堰上液头高 m

hp　 　气体通过塔扳压降m

hr 　液体通过降液管的压降　m

hw 溢流堰高度m

hσ　液体表面张力引起的压降　m

Ko 　以内壁为基准的总传热系数　Kcal/m2．H．oC

K　稳定系数

L 液体流量　 Kmol/h(Kg/h,m3/h)

lW溢流堰堰长　

ms 冷却剂质量流量 Kg/h

N 实际塔板数-

NT 理论塔板数-

Nt 换热器总管数 -

N 开孔数

Q 换热器热负荷 W

R回流比 -

Rmim 最小回流比 -

Rsi 换热管内垢阻系数 m2•h•oC/Kcal

r气化潜热 KJ/Kg

Tc 临界温度K

T孔间距mm

Tp 板厚度mm

ua 以鼓泡区面积为基准的气速 m/s

uf 液泛气速 m/s

un 空塔气速 m/s

uo 以筛孔面积为基准的气速m/s

uow 漏液点气速 m/s

V塔内上升气体流量 Kmol/h(Kg/h,m3/h)

W 塔釜采出液体量 Kmol/h(Kg/h)

Wc 边缘区宽度 m(mm)

Wd 降液管宽度 m(mm)

Ws 塔板入口安定区宽度 m(mm)

Ws’ 塔板出口安定区宽度 m(mm)

X 液相摩尔分率 -

Y 气相摩尔分率 -

A 相对挥发度-

Ai 以内壁为基准的传热膜系数 Kcal/m2•h•oC

Ao 以外壁为基准的传热膜系数 Kcal/m2•h•oC

β 充气系数 -

σ 表面张力dyn/cm2

ρL 液相密度 Kg/m3

ρv(g) 气相密度 Kg/m3

μ 粘度 Cp

开孔率-

Ф 装料系数-

τ停留时间s

λ

换热器是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，又称热交换器。换热器是化工,石油,动力,食品及其它许多工业部门的通用设备,在生产中占有重要地位.在化工生产中换热器可作为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等,应用更加广泛。换热设备因其用途不同，类型繁多，性能不一，但均可归结为管壳式结构和板式结构两大类。

二．换热器的工作原理

换热器是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，即在一个大的密闭容器内装上水或其他介质，而在容器内有管道穿过。让热水从管道内流过。由于管道内热水和容器内冷热水的温度差，会形成热交换，也就是初中物理的热平衡，高温物体的热量总是向低温物体传递，这样就把管道里水的热量交换给了容器内的冷水，换热器又称热交换器 。

三. 机械结构形式

换热器的分类良多，可以按传热原理、结构和用途等进行分类，按其结构分类主要有管壳式和板式两种。

根据冷、热流体热量交换的原理和方式基本上可分三大类即：间壁式、混合式和蓄热式。

1、间壁式换热器的类型

夹套式换热器 这种换热器是在容器外壁安装夹套制成,结构简单但其加热面受容器壁面限制,传热系数也不高.为提高传热系数且使釜内液体受热均匀,可在釜内安装搅拌器.当夹套中通入冷却水或无相变的加热剂时,亦可在夹套中设置螺旋隔板或其它增加湍动的措施,以提高夹套一侧的给热系数.为补充传热面的不足,也可在釜内部安装蛇管. 夹套式换热器广泛用于反应过程的加热和冷却。

沉浸式蛇管换热器 这种换热器是将金属管弯绕成各种与容器相适应的形状,并沉浸在容器内的液体中.蛇管换热器的优点是结构简单,能承受高压,可用耐腐蚀材料制造其缺点是容器内液体湍动程度低,管外给热系数小.为提高传

一．设计任务和设计条件

某生产过程的流程如图所示，反应器的混合气体经与进料物流患热后，用循环冷却水将其从110℃进一步冷却至60℃之后，进入吸收塔吸收其中的可溶组分。已知混和气体的流量为227301㎏/h，压力为6.9MPa ,循环冷却水的压力为0.4MPa ，循环水的入口温度为29℃，出口温度为39℃ ，试设计一台列管式换热器，完成该生产任务。

物性特征：

混和气体在35℃下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值）：

密度

定压比热容 =3.297kj/kg℃

热导率 =0.0279w/m

粘度

循环水在34℃ 下的物性数据：

密度 =994.3㎏/m3

定压比热容 =4.174kj/kg℃

热导率 =0.624w/m℃

粘度

二． 确定设计方案

1． 选择换热器的类型

两流体温的变化情况：热流体进口温度110℃ 出口温度60℃；冷流体进口温度29℃，出口温度为39℃，该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时，其进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，因此初步确定选用浮头式换热器。

2． 管程安排

从两物流的操作压力看，应使混合气体走管程，循环冷却水走壳程。但由于循环冷却水较易结垢，若其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下贱，所以从总体考虑，应使循环水走管程，混和气体走壳程。

三． 确定物性数据

定性温度：对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。故壳程混和气体的定性温度为

T= =85℃

管程流体的定性温度为

t= ℃

根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。对混合气体来说，最可靠的无形数据是实测值。若不具备此条件，则应分别查取混合无辜组分的有关物性数据，然后按照相应的加和方法求出混和气体的物性数据。

混和气体在35℃下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值）：

密度

定压比热容 =3.297kj/kg℃

热导率 =0.0279w/m

粘度 =1.5×10-5Pas

循环水在34℃ 下的物性数据：

密度 =994.3㎏/m3

定压比热容 =4.174kj/kg℃

热导率 =0.624w/m℃

粘度 =0.742×10-3Pas

四． 估算传热面积

1． 热流量

Q1=

=227301×3.297×(110-60)=3.75×107kj/h =10416.66kw

2.平均传热温差 先按照纯逆流计算，得

=

3.传热面积 由于壳程气体的压力较高，故可选取较大的K值。假设K=320W/(㎡k)则估算的传热面积为

Ap=

4.冷却水用量 m= =

五． 工艺结构尺寸

1．管径和管内流速 选用Φ25×2.5较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速u1=1.3m/s。

2．管程数和传热管数 可依据传热管内径和流速确定单程传热管数

Ns=

按单程管计算，所需的传热管长度为

L=

按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。根据本设计实际情况，采用非标设计，现取传热管长l=7m，则该换热器的管程数为

Np=

传热管总根数 Nt=612×2=1224

3.平均传热温差校正及壳程数 平均温差校正系数按式（3-13a）和式（3-13b）有 R=

P=

按单壳程，双管程结构，查图3-9得

平均传热温差 ℃

由于平均传热温差校正系数大于0.8，同时壳程流体流量较大，故取单壳程合适。

4.传热管排列和分程方法 采用组合排列法,即每程内均按正三角形排列,隔板两侧采用正方形排列。见图3-13。

取管心距t=1.25d0，则 t=1.25×25=31.25≈32㎜

隔板中心到离其最.近一排管中心距离按式（3-16）计算

S=t/2+6=32/2+6=22㎜

各程相邻管的管心距为44㎜。

管数的分成方法，每程各有传热管612根，其前后关乡中隔板设置和介质的流通顺序按图3-14选取。

5．壳体内径 采用多管程结构，壳体内径可按式（3-19）估算。取管板利用率η=0.75 ，则壳体内径为

D=1.05t

按卷制壳体的进级档，可取D=1400mm

6．折流板 采用弓形折流板，去弓形之流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为

H=0.25×1400=350m，故可 取h=350mm

取折流板间距B=0.3D，则 B=0.3×1400=420mm，可取B为450mm。

折流板数目NB=

折流板圆缺面水平装配，见图3-15。

7．其他附件

拉杆数量与直径按表3-9选取，本换热器壳体内径为1400mm，故其拉杆直径为Ф12拉杆数量不得少于10。

壳程入口处，应设置防冲挡板，如图3-17所示。

8．接管

壳程流体进出口接管：取接管内气体流速为u1=10m/s，则接管内径为

圆整后可取管内径为300mm。

管程流体进出口接管：取接管内液体流速u2=2.5m/s，则接管内径为

圆整后去管内径为360mm

六． 换热器核算

1． 热流量核算

（1）壳程表面传热系数 用克恩法计算，见式（3-22）

当量直径，依式（3-23b）得

=

壳程流通截面积，依式3-25 得

壳程流体流速及其雷诺数分别为

普朗特数

粘度校正

（2）管内表面传热系数 按式3-32和式3-33有

管程流体流通截面积

管程流体流速

普朗特数

（3）污垢热阻和管壁热阻 按表3-10，可取

管外侧污垢热阻

管内侧污垢热阻

管壁热阻按式3-34计算，依表3-14，碳钢在该条件下的热导率为50w/(m•K)。所以

（4） 传热系数 依式3-21有

（5）传热面积裕度 依式3-35可得所计算传热面积Ac为

该换热器的实际传热面积为Ap

该换热器的面积裕度为

传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。

2． 壁温计算

因为管壁很薄，而且壁热阻很小，故管壁温度可按式3-42计算。由于该换热器用循环水冷却，冬季操作时，循环水的进口温度将会降低。为确保可靠，取循环冷却水进口温度为15℃，出口温度为39℃计算传热管壁温。另外，由于传热管内侧污垢热阻较大，会使传热管壁温升高，降低了壳体和传热管壁温之差。但在操作初期，污垢热阻较小，壳体和传热管间壁温差可能较大。计算中，应该按最不利的操作条件考虑，因此，取两侧污垢热阻为零计算传热管壁温。于是，按式4-42有

式中液体的平均温度 和气体的平均温度分别计算为

0.4×39+0.6×15=24.6℃

(110+60)/2=85℃

5887w/㎡•k

925.5w/㎡•k

传热管平均壁温

℃

壳体壁温，可近似取为壳程流体的平均温度，即T=85℃。壳体壁温和传热管壁温之差为 ℃。

该温差较大，故需要设温度补偿装置。由于换热器壳程压力较大，因此，需选用浮头式换热器较为适宜。

3．换热器内流体的流动阻力

（1）管程流体阻力

, ,

由Re=35002，传热管对粗糙度0.01，查莫狄图得 ，流速u=1.306m/s,

,所以，

管程流体阻力在允许范围之内。

（2）壳程阻力 按式计算

, ,

流体流经管束的阻力

F=0.5

0.5×0.2419×38.5×(14+1)× =75468Pa

流体流过折流板缺口的阻力

, B=0.45m , D=1.4m

Pa

总阻力

75468+43218=1.19× Pa

由于该换热器壳程流体的操作压力较高，所以壳程流体的阻力也比较适宜。

（3）换热器主要结构尺寸和计算结果见下表：

参数 管程 壳程

流率 898560 227301

进/出口温度/℃ 29/39 110/60

压力/MPa 0.4 6.9

物性 定性温度/℃ 34 85

密度/（kg/m3） 994.3 90

定压比热容/[kj/（kg•k）] 4.174 3.297

粘度/（Pa•s） 0.742×

1.5×

热导率（W/m•k） 0.624 0.0279

普朗特数 4.96 1.773

设备结构参数 形式 浮头式 壳程数 1

壳体内径/㎜ 1400 台数 1

管径/㎜ Φ25×2.5 管心距/㎜ 32

管长/㎜ 7000 管子排列 △

管数目/根 1224 折流板数/个 14

传热面积/㎡ 673 折流板间距/㎜ 450

管程数 2 材质 碳钢

主要计算结果

管程 壳程

流速/（m/s） 1.306 4.9

表面传热系数/[W/（㎡•k）] 5887 925.5

污垢热阻/（㎡•k/W） 0.0006 0.0004

阻力/ MPa 0.04325 0.119

热流量/KW 10417

传热温差/K 48.3

传热系数/[W/（㎡•K）] 400

裕度/% 24.9%

七． 参考文献：

1． 刘积文主编，石油化工设备及制造概论，哈尔滨；哈尔滨船舶工程学院出版社，1989年。

2． GB4557.1——84机械制图图纸幅面及格式

3． GB150——98钢制压力容器

4． 机械工程学会焊接学会编，焊接手册，第3卷，焊接结构，北京；机械工业出版社 1992年。

5． 杜礼辰等编，工程焊接手册，北京，原子能出版社，1980

6． 化工部六院编，化工设备技术图样要求，化学工业设备设计中心站，1991年。

2、广泛用于染料、医药、农药、火炸药、助剂、香料等精细化学品的生产，用于合成材料工业。

3、生产设备需要用到热交换器、塔器、反应器。

如果溶解速度还不是太慢的话，请让用甲苯缓缓的进行溶解更加合适。因为甲苯加热以后容易挥发。

甲苯法的优点是工艺流程短、操作简单、容易控制、投资小、产品质量好,是生产上采用的主要方法。

甲苯测水将通过滤纸测水法估算含水量为0.5%W下的炭黑油产品放在电炉上加热至6(TC，边加热边揽拌至样品均匀，用干燥清洁的样品瓶称取3g炭黑油产品，添加Ig防堵塞溶剂无水己醇，用铅巧将样品密封，设定卡式炉加热温度11(TC，加热时间为10分钟；

通入载气，载气设定流量为150mL/min，在卡尔费休滴定仪输入样品的质量，按开始键W后，系统自动进行操作，水分通过载气输送至卡尔费休滴定杯，20minW后系统自动报出结果。测定结果为0.33%。

循环水出口温度（℃） 40

循环水压力（MPa） 0.4（水的沸点是143.62℃），水为液体！

气体介质是什么要搞清楚？才能知道在7MPa的沸点是多少？

本人估计该介质在7MPa，160℃以下应该为液体！

（苯沸点80.10，甲苯沸点110.63，乙苯沸点136.19，邻二甲苯沸点144.42，间二甲苯沸点139.10，对二甲苯沸点138.35，该沸点不是在7MPa下的吧，请自己查查）！

结构形式是并联，就是两路进（一个换热器就是两路进，或者两个换热器）！

有什么问题，可以相互学习！回答完毕！